Tải bản đầy đủ - 0 (trang)
Chương 3: Cân bằng vật chất & năng lượng

Chương 3: Cân bằng vật chất & năng lượng

Tải bản đầy đủ - 0trang

Tương tự nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 2:

Tương tự nồng độ dung dịch ra khỏi nồi 3:

3.3.



Phân phối chênh lệch áp suất và nhiệt độ dung dịch trong mỗi nồi:



Ở thiết bị ngưng tụ: Pnt = 0,3 at

Ứng với áp suất này,nhiệt độ trong thiết bị ngưng tụ là 68,7 0C

Nhiệt độ hơi thứ nồi cuối bằng nhiệt độ thiết bị ngưng tụ cộng thêm 1oC

t3 = 68,7 +1=69,7 oC

Ứng với nhiệt độ này, áp suất trong nồi 3 là P3 = 0,315 at

Theo đề bài Phơi đốt =4,25 at

Tổng chênh lệch áp suất giữa hơi đốt nồi 1 và áp suất hơi thứ nồi 3:

Δp = 4,25 – 0,315 = 3,935 at

Chênh lệch áp suất trung bình:



Δp 



Δp 3,935



3

3 = 1,311 at



Chênh lệch áp suất làm việc trong mỗi nồi: Δpi = fi. Δp

Chọn f1 = 1,13;



f2 = 0,98;



f3 = 0,89



� Chênh lệch áp suất làm việc trong mỗi nồi:



Δp1 = 1,13. 1,311 = 1,482 at

Δp2 = 0,98. 1,311 = 1,285 at

Δp3 = 0,89. 1,311 = 1,167 at

Áp suất trong buồng bốc mỗi nồi:

P3 = 0,315 at

P2 = 0,315 + 1,167 = 1,482 at

P1 = 1,482 + 1,285 = 2,768 at

3.4.



Tổn thất nhiệt độ của các nồi:



3.4.1. Tổn thất do nồng độ:

Ở cùng một áp suất nhiệt độ sôi của dung dịch (t sdd ) bao giờ cũng lớn hơn nhiệt độ

sôi của dung môi nguyên chất. (tsdm)

Hiệu số nhiệt độ ’= tsdd – tsdm gọi là tổn thất nhiệt độ sơi do nồng độ:

Cơng thức tính toán :

’ = o’f

Với ’o là tổn thất nhiệt độ do nồng độ

[3]

8



f là hệ số hiệu chỉnh phụ thuộc vào nhiệt độ sôi của dung môi [3]

Bảng 3.1: Kết quả tính tốn tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở áp suất làm việc

Nồi 1

(16,66%)



Nồi 2 (27,83%)



Nồi 3 (61%)



0,5



0,9



3,9



Phơi thứ (at)



2,768



1,482



0,315



tsdm,Pi (oC)



130,71



110,77



70,12



f



1,2135



1,0674



0,8177



0,61



0,96



3,19



Dung dịch:

Δ’o (oC)



Δ’ (oC)



Vậy tổng tổn thất nhiệt độ ở 3 nồi là: : ∑’ = 1’+ 2’ +3’ = 4,76 oC

Tổn thất nhiệt độ do cột chất lỏng:

Nhiệt độ sôi của dung dịch cô đặc tăng cao vì hiệu ứng thủy tĩnh (tổn

thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh tăng cao):

” = tsdd(Ptb) - tsdd(Po) = tsdm( Ptb) - tsdm(Po)

Chiều cao thích hợp của dung dịch sơi trong ống truyền nhiệt: (tính theo

kính quan sát chỉ mức)

Hop = [0,26 + 0,0014(dd – dm)]H (m)



[6]



Áp suất ở lớp chất lỏng trung bình:

�0,5. hh .g.H op

Ptb  Po  �

4

� 9,81�10





� Po  P(at )





[6]



Trong đó:

dd : Khối lượng riêng dung dịch theo nồng độ cuối (ở nhiệt độ ts,

không kể lẫn bọt hơi), kg/m3;

dm : Khối lượng riêng dung môi , kg/m3;

H



: Chiều cao ống truyền nhiệt, m;  Chọn H = 2m



Po

at;



: Á`p suất trên mặt thoáng dung dịch lấy bằng áp suất hơi thứ,



g



: gia tốc trọng trường, lấy g = 9,81 m/s2



Ta lấy:hh = 0,5dd



[6]



Bảng 3.2: Kết quả tính tốn tổn thất nhiệt độ do cột lỏng

9



Dung dịch:



Nồi 1 (16,66%)



Nồi 2 (27,83%)



Nồi 3 (61%)



Pi (at)



2,768



1,482



0,315



tsdm,Pi (oC)



131,71



110,77



70,12



ρdm (kg/m3)



937



952



966



ρdd (kg/m3)



1045



1066



1120



Hop



0,646



0,705



0,856



Ptb (at)



2,78



1,50



0,34



Δ’’



0,25



0,61



2,7



Vậy tổng tổn thất nhiệt độ do cột chất lỏng là: ΣΔ’’ = 0,25+0,61+2,7 = 3,56 oC

3.4.2. Tổn thất nhiệt độ trên đường ống dẫn hơi thứ:

Chọn nhiệt độ tổn thất trên mỗi đường ống là Δ’’’ = 1oC

Tổng tổn thất trên mỗi đường ống cho cả 3 nồi là ΣΔ’’’ = 3oC

Vậy



tổng tổn thất nhiệt độ của nồi 1 là: Δ1 =0,61+0,25 + 1 = 1,86 oC

tổng tổn thất nhiệt độ của nồi 2 là: Δ2 = 0,96+0,61+ 1 = 2,57 oC

tổng tổn thất nhiệt độ của nồi 3 là: Δ3 = 3,19 + 2,7+ 1 = 6,89 oC

tổng tổn thất nhiệt độ cả 3 nồi: ΣΔ = Δ1 + Δ2 + Δ3 = 11,32 oC



Suy ra nhiệt độ dung dịch ở mỗi nồi: tsdd,Pi = tsdm,Pi + Δi (oC)

3.5.



Chênh lệch nhiệt độ hữu ích các nồi:



Theo định nghĩa, hiệu số nhiệt độ hữu ích là chênh lệch giữa nhiệt độ hơi đốt với

nhiệt độ sơi trung bình của dung dịch:

ti = đốt – T sdd (p0+p)

Hoặc:

Mà:



ti = T – ts

ts = t’ + ’ + ’’



Vậy hiệu số nhiệt độ hữu ích ở mỗi nồi:

Nồi 1: ti1 = T1 – ts1 = T1 – (t1’ + 1’ + 1’’)

Nồi 2: ti2 = T2– ts2 = T2 – (t2’ + 2’ + 2’’)

Nồi 3: ti3 = T3– ts3 = T3 – (t3’ + 3’ + 3’’)

Trong đó:

10



ti1, ti2,ti3



: Hiệu số nhiệt độ hữu ích ở nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



T1, T2, T3



: Nhiệt độ hơi đốt nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



ts1, ts2, ts3



: Nhiệt độ sôi của dung dịch ở nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



t1’, t2’ ,t3’



: Nhiệt độ hơi thứ nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



1’, 2’,3’



: Tổn thất nhiệt độ do nồng độ ở nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



1’’,2’’, 3’’



: Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh ở nồi 1, nồi 2, nồi 3, oC



Tổng hiệu số nhiệt độ hữu ích của toàn hệ thống:

∑ti = ti1 + ti2 + ti3 = 64,38 oC



Chương 4 : Tính kích thước thiết bị chính

4.1.



Bề mặt truyền nhiệt buồng đốt:

Nồi 1:



r, r1, r2



Q1 = Dr



,W



Nồi 2:



Q2 = W1r1 , W



Nồi 3:



Q3 = W2r2 , W



: Ẩn nhiệt hóa hơi (ngưng tụ) của hơi đốt ở nồi 1 và nồi 2, nồi 3 (J/kg) [4]

Bảng 4.1 : Tính nhiệt lượng tạo hơi

Nồi



r (kJ/kg)



Q (kW)



Nồi I



2173



790,81



Nồi II



2228



597,07



Nồi III



2336



490,87



4.1.1. Tính hệ số truyền nhiệt K:

a) Nồi I:

Lượng hơi đốt cần thiết

Q1 = D.r

790,87 �103



D = 2173 �3600 0,37 kg/s

11



q1 = 1.t1



Nhiệt tải riêng phía hơi đốt:



1: hệ số cấp nhiệt phía hơi đốt, (W/m2.độ)

1  2, 04 �4



r

t1.H



(W/m2.độ)



[2]



A: giá trị phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng tụ.

Công thức tính nhiệt độ màng : tm = 0,5.(tw1 + t1)



[2]



ta được A = 197,4 [2]

bảng 4.2:

tm(oC)



40



60



80



100



120



140



160



180



200



A



139



155



169



179



188



194



197



199



199



t1: chênh lệch nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ vách (oC)

Chọn nhiệt độ tv1 = 145,25 oC

t1 = tD1 – tv1 = 145,82 – 145,25 = 0,57oC



1 =



2, 04 �194 �4



2173.103



0,57 �2 14654,64 W/(m2.K)



q1 = 14654,64.0,57 = 8239,61 W/m2

Để đơn giản, xem quá trình dẫn nhiệt qua thành ống là qua vách phẳng.

 Tổng nhiệt trở thành ống:



r  rcáu1  rcáu 2 









Chọn rcáu 1 = 2,3.10-4 (m2.K/W) ; rcáu 2 =3,8.10-4



(m2.K/W)



Chọn ống thép không gỉ X18H10T, bề dày  = 2 mm

  = 16,3 (W/m.độ)

2.103

r = 2,3.10-4 + 3,8.10-4 + 16, 3 = 7,29.10-4



(m2.K/W)



Theo phương trình cân bằng nhiệt, truyền nhiệt ổn định qua vách phẳng:

tv = tv1 - tv2 = qv.r = q1.r



(IV. 0)



tv = 8293,61.7,29.10-4 = 6,63 oC ⇒ tv2 = 139,2 oC

Nhiệt tải riêng phía dung dịch: q2 = 2.t2



(IV. 0)

12



Tài liệu bạn tìm kiếm đã sẵn sàng tải về

Chương 3: Cân bằng vật chất & năng lượng

Tải bản đầy đủ ngay(0 tr)

×